流化床內(nèi)松木屑?xì)饣^(guò)程的MP-PIC數(shù)值模擬

萬(wàn)章豪， 楊世亮， 王 華

(昆明理工大學(xué) 省部共建復(fù)雜有色金屬資源清潔利用國(guó)家重點(diǎn)實(shí)驗(yàn)室，云南 昆明 650093)

在化石資源日益枯竭及二氧化碳過(guò)度排放等全球能源和環(huán)境危機(jī)背景下，開發(fā)和利用第四大能源載體——生物質(zhì)是實(shí)現(xiàn)“2030碳達(dá)峰、2060碳中和”的國(guó)家戰(zhàn)略目標(biāo)的重要步驟[1]。生物質(zhì)作為來(lái)源廣、產(chǎn)量大的可再生能源，現(xiàn)已逐漸替代化石燃料并占據(jù)全球可再生能源供應(yīng)量的14%[2-3]。流化床因具有良好的氣-固混合、傳熱和傳質(zhì)效果[4]，已廣泛應(yīng)用于生物質(zhì)氣化等熱化學(xué)轉(zhuǎn)化工藝。為提升生物質(zhì)氣化效率、優(yōu)化氣化工藝，國(guó)內(nèi)外學(xué)者對(duì)氣化操作條件進(jìn)行了大量實(shí)驗(yàn)研究。然而，由于密相流化床內(nèi)的高溫及不可視特性，實(shí)驗(yàn)中對(duì)其內(nèi)部氣-固兩相運(yùn)動(dòng)規(guī)律和微觀多相反應(yīng)過(guò)程的探索難以進(jìn)行。

隨著數(shù)學(xué)算法的發(fā)展和計(jì)算機(jī)性能的提升，計(jì)算流體力學(xué)(Computational fluid dynamics， CFD)可以彌補(bǔ)實(shí)驗(yàn)速度慢、成本高、檢測(cè)難等缺點(diǎn)，已成為研究流化床中多物理場(chǎng)(流場(chǎng)、溫度場(chǎng)、組分場(chǎng))變化規(guī)律的強(qiáng)有力手段[5]。目前，用于稠密氣-固兩相流動(dòng)的數(shù)值模擬方法主要分為Euler-Euler法和Euler-Lagrange法。Euler-Euler法將氣相和顆粒相均視為連續(xù)介質(zhì)[6-7]，且假定固相具有均一的顆粒尺寸和密度，其可以用較低的計(jì)算成本精準(zhǔn)預(yù)測(cè)氣-固介質(zhì)流動(dòng)的宏觀特性[8-9]，但卻無(wú)法實(shí)現(xiàn)多尺度顆粒的計(jì)算。Euler-Lagrange法將氣相和顆粒分別視為連續(xù)相和離散相，其從顆粒尺度描述固相運(yùn)動(dòng)。目前，基于Euler-Lagrange的計(jì)算方法主要有計(jì)算流體方法耦合離散元模型(Computational fluid dynamics-discrete element method， CFD-DEM)和多相質(zhì)點(diǎn)網(wǎng)格法(Multiphase particle-in-cell， MP-PIC)。其中，CFD-DEM模型可準(zhǔn)確追蹤單個(gè)顆粒的軌跡，并采用軟球模型對(duì)粒子間的相互碰撞進(jìn)行高精度模擬[10-11]。然而，當(dāng)前的計(jì)算機(jī)水平難以求解千萬(wàn)量級(jí)的顆粒數(shù)量，所以CFD-DEM模型對(duì)于模擬工業(yè)尺度甚至實(shí)驗(yàn)室尺度的流化床有較大的局限性[12-13]。相比于CFD-DEM模型，MP-PIC模型因精度相當(dāng)[14-16]、計(jì)算成本更小等特點(diǎn)被用于預(yù)測(cè)實(shí)驗(yàn)室尺度和工業(yè)尺度流化床中顆粒的流動(dòng)特性及生物質(zhì)氣化過(guò)程中熱質(zhì)傳遞過(guò)程。

近幾年，國(guó)內(nèi)外眾多學(xué)者基于MP-PIC模型研究了氣化反應(yīng)影響因素，優(yōu)化了氣化工藝，提高了氣化效率。流化床中床料不僅作為熱載體為生物質(zhì)氣化提供熱量，而且還增加了生物質(zhì)在床內(nèi)的停留時(shí)間[17]，當(dāng)生物質(zhì)顆粒進(jìn)入鼓泡床后迅速氣化，此時(shí)生物質(zhì)熱解反應(yīng)和氧氣的還原反應(yīng)同時(shí)發(fā)生于鼓泡床底部[18]。增加鼓泡床內(nèi)空氣當(dāng)量比(ER)、蒸汽生物質(zhì)比(SBR)、氣化溫度和生物質(zhì)粒徑寬度均可提升碳轉(zhuǎn)化率[17,19]。通入蒸汽可以提升雙循環(huán)床中顆粒的循環(huán)效率和H2的產(chǎn)率，但卻降低了生物質(zhì)氣化的穩(wěn)定性[20-21]，而溫度的提升僅增加了CO的濃度[22]。

然而，目前對(duì)于流化床內(nèi)生物質(zhì)氣化過(guò)程中復(fù)雜氣-固湍動(dòng)、相間熱質(zhì)傳遞和氣化反應(yīng)的強(qiáng)非線性耦合機(jī)理的了解遠(yuǎn)遠(yuǎn)不足，且對(duì)流化床氣化反應(yīng)過(guò)程中氣相熱物性組成及其分布規(guī)律的研究有限。為了加深對(duì)流化床內(nèi)生物質(zhì)氣化過(guò)程中固相流體動(dòng)力學(xué)特性及氣-固熱質(zhì)傳遞規(guī)律的理解。筆者在Euler-Lagrange框架下，借助OpenFOAM開源軟件并耦合氣體-顆粒相互作用、傳熱和化學(xué)反應(yīng)模塊，建立用于模擬三維流化床氣化爐內(nèi)生物質(zhì)氣化過(guò)程的MP-PIC模型?；诳煽康臄?shù)值驗(yàn)證結(jié)果，預(yù)測(cè)了流化床內(nèi)顆粒的空間分布規(guī)律，探尋固相的流動(dòng)和傳熱特性，分析不同空氣當(dāng)量比、蒸汽生物質(zhì)比、氣化溫度對(duì)爐內(nèi)氣體組分和氣相熱物性的影響，以期能為推動(dòng)綠色能源可持續(xù)發(fā)展、提升生物質(zhì)氣化技術(shù)和生物質(zhì)流化床氣化反應(yīng)器的設(shè)計(jì)、放大以及優(yōu)化提供強(qiáng)有力的理論支撐。

1 數(shù)學(xué)模型

1.1 氣-固兩相控制方程

MP-PIC模型中，氣相在歐拉框架下被視為連續(xù)相并基于Navier-Stokes方程求解，而氣相湍流采用大渦模擬(Large-eddy simulation，LES)來(lái)計(jì)算[23]。顆粒則被視為離散相，在拉格朗日框架下基于多相網(wǎng)格質(zhì)點(diǎn)法求解。氣相的連續(xù)性、動(dòng)量、能量方程如式(1)～式(3)所示。

(1)

(2)

(3)

氣相的組分方程如式(4)所示。

(4)

(5)

式中：μt為氣相湍流黏度，kg/(m·s)；筆者選擇Schmidt數(shù)SC為0.9。

式(3)中q表達(dá)式可列為：

(6)

式中：λg代表氣相的熱傳導(dǎo)率，J/(s·m·K)；Tg為氣體溫度，K。

(7)

Sgw=hgwAgw(Tw-Tg)

(8)

式中：hi為氣相組分i的生成熱，J/kg；Agw表示氣體與壁面之間的局部接觸面積，m2；hgw表示氣體與壁面之間的對(duì)流熱交換系數(shù)，W/(m2·K)；Tw為壁面溫度，K。

為平衡計(jì)算成本和計(jì)算效率，MP-PIC模型將物理屬性相同(如直徑、密度、溫度等)的實(shí)際顆粒群打包成為一個(gè)計(jì)算顆粒[24]，并采用顆粒分布函數(shù)fs(Particle distribution function，PDF)和固相應(yīng)力分別表征固相運(yùn)動(dòng)和顆粒碰撞[25]。

(9)

式中：fs為顆粒分布函數(shù)；us為顆粒速度矢量，m/s；fD為局部質(zhì)量平均的顆粒分布函數(shù)；τD為顆粒碰撞的阻尼時(shí)間，s；x表示為x軸方向的位移，m?？紤]到空氣阻力、壓力梯度、碰撞和重力，式(9)中的顆粒加速度Γs(m2/s)可表示為：

(10)

(11)

(12)

式中：CD表示曳力系數(shù)；εg表示空隙率；us為顆粒速度矢量，m/s；ds為顆粒直徑，m；Res為雷諾數(shù)。

1.2 反應(yīng)動(dòng)力學(xué)模型

生物質(zhì)氣化過(guò)程主要包含干燥、熱解和均相/非均相反應(yīng)，其化學(xué)反應(yīng)動(dòng)力學(xué)模型基于單速率的Arrhenius方程進(jìn)行描述，速率常數(shù)Ri方程如式(13)所示。

(13)

式中：mi、Ai和Eai分別為組分i的質(zhì)量(kg)、指前因子和活化能(kJ/mol)。

圖1為顆粒流化和生物質(zhì)氣化示意圖。生物質(zhì)由給料口進(jìn)入流化床氣化爐后，在氣相作用力和顆粒碰撞力的共同作用下做無(wú)規(guī)則運(yùn)動(dòng)，并在爐內(nèi)高溫氣氛熱傳遞的作用下逐漸升溫。當(dāng)生物質(zhì)達(dá)到臨界溫度后開始脫水和熱解。其中，生物質(zhì)熱解階段釋放的揮發(fā)分包含碳?xì)?、碳氧化合?如CH4、C2H4、CO、CO2)及少量H2?？諝鈴臓t底引入后在高溫條件下分別與揮發(fā)分中的可燃?xì)怏w和生物質(zhì)碳轉(zhuǎn)化產(chǎn)生的焦炭發(fā)生均相和非均相反應(yīng)。生物質(zhì)中水分的蒸發(fā)、顆粒熱解和均相與非均相反應(yīng)幾乎同時(shí)發(fā)生，氣-固兩相在復(fù)雜的化學(xué)反應(yīng)過(guò)程中的傳質(zhì)傳熱行為劇烈且迅速。筆者所采用的生物質(zhì)原料為松木屑，其工業(yè)分析和元素分析結(jié)果如表1所示[27]。

圖1 氣化爐床內(nèi)顆粒流化及生物質(zhì)氣化示意圖Fig.1 Schematic diagram of particle fluidization and biomass gasification in the gasifier bed

表1 生物質(zhì)的工業(yè)分析和元素分析Table 1 Proximate and ultimate analysis of biomass

計(jì)算過(guò)程中難以考慮生物質(zhì)實(shí)際氣化過(guò)程中的所有化學(xué)反應(yīng)，因此筆者僅考慮包括氧化反應(yīng)(R3)、Boudouard反應(yīng)(R4)、蒸汽氣化反應(yīng)(R5)在內(nèi)的非均相反應(yīng)，以及包括CO、H2、CH4、C2H4的氧化反應(yīng)(R6～R9)、水煤氣置換反應(yīng)(R10～R11)、蒸汽甲烷重整反應(yīng)(R12)在內(nèi)的均相反應(yīng)。反應(yīng)方程式[28]及相關(guān)速率[28-31]如表2所示。

表2 生物質(zhì)氣化過(guò)程反應(yīng)方程式及動(dòng)力學(xué)參數(shù)Table 2 Reaction equations and kinetic parameters for the biomass gasification process

2 模擬條件及模型驗(yàn)證

2.1 三維模型和邊界條件

筆者以中國(guó)科學(xué)院廣州能源研究所建立的小型流化床氣化爐為研究對(duì)象[27]，氣化爐三維模型尺寸示意圖如圖2所示。反應(yīng)器總高1400 mm，其中流化區(qū)和自由空域的內(nèi)徑分別為40 mm和60 mm。生物質(zhì)顆粒和水蒸氣分別從反應(yīng)器兩側(cè)通入，且生物質(zhì)入口與氣體分布器相距40 mm。為穩(wěn)定流化狀態(tài)、提高傳熱效率，將熱導(dǎo)率較高的30 g硅砂作為床料堆置于氣化爐底部。初始時(shí)爐內(nèi)的N2和床料被加熱至973.15 K。反應(yīng)開始后，將預(yù)熱至338 K的空氣作為流化劑以0.5 m3/h的恒定流量由底部氣體分布器通入反應(yīng)器中，而被蒸汽發(fā)生器預(yù)熱至427 K的蒸汽以1.2 kg/h的質(zhì)量流量從流化區(qū)的側(cè)面引入。生物質(zhì)顆粒和硅砂床料的密度分別為556、2300 kg/m3，直徑分別為0.375、0.25 mm。模擬過(guò)程中，反應(yīng)器在三維空間中以均勻的網(wǎng)格離散化，網(wǎng)格數(shù)量最終為42757個(gè)。時(shí)間步長(zhǎng)設(shè)定為1×10-4s，總模擬時(shí)間為20 s。

圖2 氣化爐三維模型示意圖Fig.2 Schematic diagram of the three-dimensionalmodel for gasifier

2.2 模型驗(yàn)證

為確保數(shù)值模型的可行性，筆者對(duì)氣化爐出口處的氣體產(chǎn)物進(jìn)行了定性和定量驗(yàn)證。數(shù)值計(jì)算得到的氣體組分的時(shí)間平均摩爾分?jǐn)?shù)與實(shí)驗(yàn)結(jié)果[27]的對(duì)比如圖3所示。在生物質(zhì)氣化產(chǎn)物中，含量最高的為CO，H2與CO2的含量大致相同，CH4次之，而C2H4的含量最低。數(shù)值模擬與實(shí)驗(yàn)的誤差主要源于三維模型的簡(jiǎn)化以及部分副反應(yīng)動(dòng)力學(xué)模型的忽略。但總體而言，模擬結(jié)果與實(shí)驗(yàn)結(jié)果對(duì)比良好，各氣體組分的含量和分布規(guī)律基本一致。因此，MP-PIC模型對(duì)于氣化爐中生物質(zhì)氣化過(guò)程的模擬具有合理性和可靠性。

x—Mole fraction of gas species圖3 實(shí)驗(yàn)數(shù)據(jù)與模擬結(jié)果的氣體組分摩爾分?jǐn)?shù)對(duì)比Fig.3 Comparison of mole fraction of gas speciesbetween simulation and experimental results

3 結(jié)果與討論

在氣化過(guò)程中，生物質(zhì)顆粒受空氣、蒸汽等氣化劑作用，在高溫條件下經(jīng)熱化學(xué)反應(yīng)轉(zhuǎn)化為可燃?xì)?。適量空氣的引入可以提升爐內(nèi)焦炭不完全燃燒的反應(yīng)強(qiáng)度和生物質(zhì)的氣化強(qiáng)度。ER表示實(shí)際參與生物質(zhì)燃燒的空氣質(zhì)量與理論生物質(zhì)完全燃燒需要的空氣質(zhì)量之比，其表達(dá)式如式(14)所示[18]。

(14)

氣化過(guò)程中引入一定量的蒸汽會(huì)提高生物質(zhì)氣化效率，這歸因于其促進(jìn)了蒸汽重整和水煤氣置換反應(yīng)[32]。然而，通入過(guò)量的蒸汽會(huì)降低爐內(nèi)溫度并抑制氣化強(qiáng)度[33]。SBR表示入口處通入的蒸汽質(zhì)量與干生物質(zhì)質(zhì)量之比，其方程式如式(15)所示。

(15)

3.1 顆粒物理性質(zhì)

在ER為0.22、SBR為2.2、Tw為1123 K時(shí)，顆粒在流化床內(nèi)的軸向運(yùn)動(dòng)速率(Usz)及氣-固相對(duì)滑移速率(ΔUslip)的三維空間分布如圖4(a)和(b)所示，流化床氣化爐內(nèi)的顆粒溫度(T)的空間分布如圖4(c)所示。由圖4(a)和(b)可知：密度較大的床料主要集中于反應(yīng)器下部區(qū)域，且具有較大的滑移速率；而較輕的生物質(zhì)在流化氣體的裹挾下加速上升，滑移速率逐漸減小。此外，蒸汽的引入增強(qiáng)了氣-固的相間動(dòng)量傳遞，顆粒在距底部空氣分布器71 mm高處具有最大流化速率和滑移速率分別為3.72、0.138 m/s。然而，管徑的擴(kuò)張降低了氣相的表觀氣速，此時(shí)自由空域顆粒的上升速率明顯低于流化區(qū)顆粒。由圖4(c)可知，低溫空氣和高度床料的熱交換降低了硅砂的溫度，而可燃物與氧氣在床料層上方劇烈燃燒所釋放的熱量加熱了床內(nèi)顆粒。因此位于床底部區(qū)域的顆粒溫度隨高度持續(xù)增加。而吸熱的生物質(zhì)氣化反應(yīng)及顆粒-低溫蒸汽間的熱傳遞致使顆粒溫度在蒸汽入口高度有明顯降低，并在自由空域達(dá)到溫度的穩(wěn)定狀態(tài)。

圖4 氣化爐內(nèi)瞬時(shí)顆粒分布及物理性質(zhì)(t=20 s)Fig.4 Instantaneous distribution and physical properties of particles in the gasifier (t=20 s)(a) Usz； (b) ΔUslip; (c) T

3.2 ER對(duì)氣化反應(yīng)的影響

3.2.1 ER對(duì)氣化產(chǎn)物的影響

在SBR為2.2、Tw為1123 K條件下，ER對(duì)氣體組分沿反應(yīng)器高度方向的分布如圖5所示。圖5(a)～(f)分別為C2H4、CH4、CO、H2、CO2、H2O等氣體在不同ER條件下的質(zhì)量分?jǐn)?shù)分布。生物質(zhì)氣化會(huì)產(chǎn)生大量的揮發(fā)分氣體，而蒸汽的注入則顯著影響合成氣含量。因此，揮發(fā)氣體的含量在反應(yīng)器下部沿軸向迅速增大，但在0.4 m高度時(shí)受蒸汽稀釋而陡然降低。此外，蒸汽的引入會(huì)促進(jìn)蒸汽氣化反應(yīng)(R5)和水煤氣置換反應(yīng)(R10)，而各組分氣體產(chǎn)量在蒸汽入口上方有輕微增幅并隨后達(dá)到穩(wěn)定狀態(tài)。ER從0.1增加至0.15時(shí)，可燃物的氧化強(qiáng)度持續(xù)增大，可燃?xì)怏w的含量不斷減小，而CO2的含量隨著ER的增大而增大。然而， ER的不斷提升減少了生物質(zhì)的停留時(shí)間，使生物質(zhì)顆粒的氣化過(guò)程難以充分進(jìn)行。因此，ER從0.15增加至0.25時(shí)，揮發(fā)分氣體含量逐漸減小。ER對(duì)不同區(qū)域的蒸汽含量影響各異，具體表現(xiàn)為：流化區(qū)域的蒸汽含量在不同操作參數(shù)下無(wú)明顯變化，而自由空域的蒸汽含量分布隨ER的增大而減小。這說(shuō)明增大氧含量對(duì)氣化過(guò)程中的蒸汽產(chǎn)率基本無(wú)影響，而表觀氣速的提升稀釋了從爐側(cè)通入的蒸汽含量。

w—Mass fraction of gas species； z—Axial height圖5 空氣當(dāng)量比(ER)對(duì)氣體組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)軸向分布的影響Fig.5 Effect of air equivalence ratio (ER) on the axial distribution of mass fraction of the gas species(a) C2H4; (b) CH4; (c) CO; (d) H2; (e) CO2; (f) H2OConditions: SBR=2.2; Tw=1123 K

3.2.2 ER對(duì)氣體熱物性的影響

當(dāng)SBR為2.2、Tw為1123 K時(shí)，不同ER條件下氣體熱物性沿反應(yīng)器高度方向的分布如圖6所示。由圖6(a)可知，反應(yīng)器底部的溫度在4種ER條件下均隨著高度的增加而升高，且在蒸汽入口高度處急劇降低。這是由于可燃物的氧化放熱加熱了爐內(nèi)氣體，而低溫蒸汽的引入降低了反應(yīng)器內(nèi)的溫度。隨ER的增大，高溫氣氛與低溫空氣的熱傳遞效應(yīng)增強(qiáng)，流化區(qū)底部的氣相溫度逐漸降低。另外，ER在0.1～0.2范圍內(nèi)，氧化強(qiáng)度隨空氣流量的增加而增大。當(dāng)ER大于0.2時(shí)，爐內(nèi)溫度反而有所降低，這歸咎于過(guò)大的氣相曳力帶走了部分生物質(zhì)顆粒，使得可燃物的氧化強(qiáng)度減弱，且大流量低溫空氣降低了爐內(nèi)溫度。

氣化爐內(nèi)合成氣的密度取決于氣相分子活躍度和氣體成分的共同作用，而分子活躍性與溫度密切相關(guān)。由圖6(b)可知，混合氣體密度在流化區(qū)下部隨ER持續(xù)增大。這是因?yàn)楦邷貧夥沾龠M(jìn)了分子的運(yùn)動(dòng)活性，氣相密度隨之減小。相較于H2、CH4、H2O(g)等揮發(fā)產(chǎn)物，N2的密度較大，而ER為0.25時(shí)高含量的N2中和了合成氣導(dǎo)致的低密度分布。因此，結(jié)合圖5和圖6(b)可知，ER為0.1和0.25時(shí)的氣相密度大于ER為0.15和0.2時(shí)的混合氣體密度。

圖6(c)表示不同ER條件下比熱容沿軸向的分布曲線。氣相比熱容沿軸向持續(xù)增加，在蒸汽入口處的增大速率最為明顯。氣體成分是混合氣體比熱容的決定性因素，其中具有較小比熱容的CO2是致使混合氣體比熱容較低的主要因素，而混合氣體具有較大比熱容則歸功于蒸汽[34]。因此，ER為0.25和0.1時(shí)較低/較高的比熱容取決于該條件下較低/較高的蒸汽含量。

圖6 空氣當(dāng)量比(ER)對(duì)合成氣熱物性軸向分布的影響Fig.6 Effect of air equivalence ratio (ER) on the axial distribution of thermal properties of syngas(a) Temperature; (b) Density; (c) Specific heat capacity (c); (d) Thermal conductivity (λ)Conditions: SBR=2.2; Tw=1123 K

熱導(dǎo)率是衡量物質(zhì)傳熱能力的重要表征參數(shù)，而流化床生物質(zhì)氣化反應(yīng)過(guò)程中熱量的傳遞包括床料-流化劑、氧化產(chǎn)物-爐內(nèi)氣體以及爐內(nèi)氣體-流化劑等多種途徑。高溫氣氛通過(guò)提升氣體分子的運(yùn)動(dòng)強(qiáng)度進(jìn)而加強(qiáng)氣相的熱傳導(dǎo)效應(yīng)?？扇嘉锏难趸嵘舜矁?nèi)溫度，增加了氣體混合物的熱導(dǎo)率。然而，合成氣的熱導(dǎo)率隨著蒸汽的引入急速減小。

3.3 SBR對(duì)氣化反應(yīng)的影響

3.3.1 SBR對(duì)氣化產(chǎn)物的影響

在ER為0.20、Tw為1123 K時(shí)，探究不同SBR下氣化產(chǎn)物沿軸向的分布規(guī)律，結(jié)果如圖7所示。蒸汽的引入增加了反應(yīng)器中H、O元素含量，影響了均相和非均相反應(yīng)。由于通入的蒸汽隨流化介質(zhì)向上流動(dòng)，因此4種SBR條件下的揮發(fā)分在低于蒸汽入口高度時(shí)均保持一致。隨著高度的繼續(xù)增加，各氣體組分含量受注入蒸汽的影響而顯著降低。然而，蒸汽與焦炭的非均相反應(yīng)消耗了少量蒸汽，此時(shí)氣化產(chǎn)物濃度有略微增加，并在一定高度后保持穩(wěn)定。當(dāng)SBR由1.4增大至2.6時(shí)，有且僅有蒸汽在出口處的質(zhì)量分?jǐn)?shù)由28.2%增加至46.5%，而C2H4含量基本不變，其余氣體含量均不斷減小。

w—Mass fraction of gas species； z—Axial height圖7 蒸汽/生物質(zhì)比(SBR)對(duì)氣體組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)軸向分布的影響Fig.7 Effect of steam to biomass ratio (SBR) on the axial distribution of mass fraction of the gas species(a) C2H4; (b) CH4; (c) CO; (d) H2; (e) CO2; (f) H2OConditions: ER=0.20; Tw=1123 K

3.3.2 SBR對(duì)氣體熱物性的影響

在ER為0.20、Tw=1123 K的條件下，氣體熱物性參數(shù)在不同SBR時(shí)沿軸向的分布曲線見圖8。由圖8可知，蒸汽注入反應(yīng)器后隨流化介質(zhì)作上升運(yùn)動(dòng)，因此SBR對(duì)反應(yīng)器下半部分的熱物性基本無(wú)影響。蒸汽通入量的增大強(qiáng)化了低溫蒸汽與高溫氣氛之間的熱傳遞效應(yīng)，爐內(nèi)溫度隨之逐漸降低。溫度的變化促使混合氣相密度隨著SBR的增加逐漸增大。與之相反，蒸汽流量的提升降低了氣體分子的運(yùn)動(dòng)活性，減弱了混合氣相的傳熱能力，因此氣相熱導(dǎo)率在持續(xù)增大的低溫蒸汽流量的作用下不斷減小。此外，蒸汽流量對(duì)混合氣相比熱容僅有輕微影響。

圖8 蒸汽/生物質(zhì)比(SBR)對(duì)合成氣熱物性軸向分布的影響Fig.8 Effect of steam to biomass ratio (SBR) on the axial distribution of thermal properties of syngas(a) Temperature; (b) Density; (c) Specific heat capacity (c); (d) Thermal conductivity (λ)Conditions： ER=0.20; Tw=1123 K

3.4 溫度對(duì)氣化反應(yīng)的影響

在ER為0.20、SBR為2.2的條件下，合成氣含量在不同氣化溫度時(shí)沿軸向的分布規(guī)律見圖9。在均相和非均相反應(yīng)的綜合影響下，氣體濃度保持不變或隨溫度增大/減小的變化趨勢(shì)體現(xiàn)了氣化反應(yīng)的復(fù)雜性。氣化溫度的升高促進(jìn)了H2和CO2的生成。而氣化溫度的變化對(duì)CH4、CO和H2O含量?jī)H有輕微的影響，這可能是因?yàn)樯邷囟忍嵘搜鯕馀c可燃物的燃燒強(qiáng)度和蒸汽氣化的反應(yīng)速率。

w—Mass fraction of gas species； z—Axial height圖9 氣化溫度(Tw)對(duì)氣體組分質(zhì)量分?jǐn)?shù)軸向分布的影響Fig.9 Effect of temperature (Tw) on the axial distribution of mass fraction of the gas species(a) C2H4; (b) CH4; (c) CO; (d) H2; (e) CO2; (f) H2OConditions: ER=0.20; SBR=2.2

在ER為0.2、SBR為2.2的條件下，氣化溫度對(duì)混合氣體熱物性軸向分布的影響規(guī)律見圖10。氣體通入量一定時(shí)，氣化溫度的升高會(huì)提高整個(gè)爐內(nèi)的溫度和熱導(dǎo)率，但卻減小了氣體的密度。比熱容和熱導(dǎo)率在流化區(qū)具有相同的變化趨勢(shì)，即在熱質(zhì)傳遞的過(guò)程中沿軸向逐漸增大，且2種變量在不同條件下的變化趨勢(shì)與氣化溫度正相關(guān)。

圖10 氣化溫度(Tw)對(duì)合成氣熱物性軸向分布的影響Fig.10 Effect of temperature (Tw) on the axial distribution of thermal properties of syngas(a) Temperature; (b) Density; (c) Specific heat capacity (c); (d) Heat conductivity (λ)Conditions: ER=0.20; SBR=2.2

4 結(jié) 論

采用MP-PIC模型對(duì)實(shí)驗(yàn)室尺度流化床內(nèi)松木屑?xì)饣磻?yīng)進(jìn)行了三維數(shù)值模擬，基于良好的計(jì)算與實(shí)驗(yàn)結(jié)果的對(duì)比，研究了氣化過(guò)程中顆粒在爐內(nèi)的分布規(guī)律，探究不同操作參數(shù)對(duì)氣化產(chǎn)物、氣相溫度、密度、比熱容和熱導(dǎo)率的影響?；跀?shù)值模擬結(jié)果得到以下結(jié)論：

(1)固體物料的質(zhì)量差異使得松木屑和床料出現(xiàn)分離，較重的的床料堆積在床底。由于氧化反應(yīng)，密相流化區(qū)內(nèi)顆粒溫度隨高度增加，生物質(zhì)氣化過(guò)程的吸熱反應(yīng)使自由空域顆粒的溫度低于密相區(qū)。

(2)增大ER提升了可燃物的氧化強(qiáng)度，但過(guò)大的氣速縮短生物質(zhì)顆粒停留時(shí)間而使其氣化過(guò)程難以充分進(jìn)行，且N2的通入稀釋了合成氣的含量。故可燃?xì)怏w的含量隨著ER的增大而減小，而CO2含量、爐內(nèi)溫度、氣相熱導(dǎo)率隨著ER的增大先增加后減小。

(3)增大低溫水蒸氣的流量，自由空域的氣相溫度和熱導(dǎo)率逐漸減小，而氣相密度持續(xù)增大。但SBR對(duì)比熱容的影響可忽略不計(jì)。

(4)氣化溫度的增加顯著提升了H2和CO2的含量，但減小了C2H4的含量?；旌蠚怏w的比熱容和熱導(dǎo)率與氣化溫度呈正相關(guān)，而密度與氣化溫度呈負(fù)相關(guān)。